化工專業(yè)工藝計算說明書

學號：07401216常州大學畢業(yè)設計（2021屆）題目1.5萬噸/年二甲基乙酰胺廢水三效精餾工藝設計學生華超學院石油化工學院專業(yè)班級化工072校內(nèi)指導教師葉青專業(yè)技術(shù)職務副教授校外指導老師專業(yè)技術(shù)職務二二0一一年六月學號：07401216常州大學畢業(yè)設計（2021屆）工藝計算說明書題目1.5萬噸/年二甲基乙酰胺廢水三效精餾工藝設計學生華超學院石油化工學院專業(yè)班級化工072校內(nèi)指導教師葉青專業(yè)技術(shù)職務副教授校外指導老師專業(yè)技術(shù)職務二0一一年六月目錄TOC\o"1-2"\h\z\u1.物料衡算11.1物料流程簡圖11.2物料衡算12.熱量衡算22.1原料預熱器熱量衡算22.2Ⅰ塔塔頂冷凝器熱量衡算22.3Ⅰ塔塔釜再沸器熱量衡算22.4Ⅰ塔塔頂冷卻器熱量衡算22.5Ⅱ塔塔頂冷凝器熱量衡算22.6Ⅱ塔塔釜再沸器熱量衡算32.7Ⅱ塔塔頂冷卻器熱量衡算32.8Ⅲ塔塔頂冷凝器熱量衡算32.9Ⅲ塔塔釜再沸器熱量衡算32.10Ⅲ塔塔頂冷卻器熱量衡算32.11Ⅲ塔塔釜冷卻器熱量衡算32.12物料裝置帶出的熱量32.13系統(tǒng)熱量衡算43.精餾塔的設計43.1精餾塔的工藝計算43.2精餾塔的塔體工藝尺寸計算93.3塔板主要工藝尺寸113.4篩板的流體力學驗算133.5塔板負荷性能圖144.設備選型164.1罐體選型164.2換熱設備174.3泵的選型265.管徑計算與選型（摘自GB8163-88）285.1物料管道的計算和選型285.2換熱器接管341.5萬噸/年二甲基乙酰胺的三效精餾物料衡算物料流程簡圖圖1DMAC三效精餾流程簡圖物料衡算（1）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率水的摩爾質(zhì)量M水=18kg/kmol二甲基乙酰胺的摩爾質(zhì)量MDMAC=87kg/kmolXF==0.0225XD==0.0002XW==0.9952(2)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.0225×87+(1-0.0225)×18=19.55kg/kmolMD=0.0002×87+(1-0.0002)×18=18.01kg/kmolMW=0.9952×87+(1-0.9952)×18=86.87kg/kmol(3)物料衡算原料處理量：1.5萬噸/年，年操作330天F==1895.6kg/h==96.8767kmol/h總物料衡算96.8767=D+WDMAC物料衡算96.87670.0225=0.0002D+0.9952W得：熱量衡算原料預熱器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫的t=72℃水和DMAC定壓比熱容：Cp水=4.3766kJ/kg·KCpDMAC=2.0802kJ/kg·KQ1==1895.60.12.0802(392.15-298.15)+1895.60.94.3766(392.15-298.15)=205.09kWⅠ塔塔頂冷凝器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在390.5K的汽化潛熱：r水=2217kJ/kgQ2==(555.22+277.61)2217=512.86kWⅠ塔塔釜再沸器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水和DMAC在392.2K的汽化潛熱：r水=2213.12kJ/kgrDMAC=501.73kJ/kgQ3==0.859936.222213.12+0.141936.22501.73=512.85kWⅠ塔塔頂冷卻器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在346.84K的定壓比熱容：Cp水=4.23kJ/kg·KQ4==555.224.23(390.53-303.15)=57.01kWⅡ塔塔頂冷凝器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在373.2K的汽化潛熱：r水=2264.57kJ/kgQ5==(571.32+285.66)2264.57=539.08kWⅡ塔塔釜再沸器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水和DMAC在376.1K的汽化潛熱：r水=2256.99kJ/kgrDMAC=512.93kJ/kgQ6==0.7541006.812256.99+0.2461006.81512.93=511.22kWⅡ塔塔頂冷卻器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在338.18K的定壓比熱容：Cp水=4.1563kJ/kg·KQ7==571.324.1563(373.2-303.15)=46.21kWⅢ塔塔頂冷凝器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在311.6K的汽化潛熱：r水=2407.77kJ/kgQ8==(580.16+290.08)2407.77=582.03kWⅢ塔塔釜再沸器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水和DMAC在358.8K的汽化潛熱：r水=2300.99kJ/kgrDMAC=524.48kJ/kgQ9==0.0013682.342300.99+0.9993682.34524.48=538.30kWⅢ塔塔頂冷卻器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在307.38K的定壓比熱容：Cp水=3.9186kJ/kg·KQ10==580.123.9186(311.6-303.15)=5.34kWⅢ塔塔釜冷卻器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫DMAC在330.98K的定壓比熱容：CpDMAC=2.0094kJ/kg·KQ11==188.922.0094(358.8-303.15)=5.87kW物料裝置帶出的熱量查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水和DMAC在300.65K的定壓比熱容：Cp水=3.8728kJ/kg·KCpDMAC=1.8618kJ/kg·KQ12==1706.73.8728（303.15-298.15）+188.921.8618（303.15-298.15）=9.76kW系統(tǒng)熱量衡算Q加=Q移+Q損外界向系統(tǒng)提供的熱量Q加物料離開系統(tǒng)帶走的熱量Q移系統(tǒng)損失的熱量Q損Q加=Q1+Q3+Q6+Q9=205.09+512.85+511.22+538.3=1767.46kWQ移=Q2+Q4+Q5+Q7+Q8+Q10+Q11+Q12=512.86+57.01+539.08+46.21+582.03+5.34+5.87+9.67=1758.07kWQ損=Q加+Q移=1767.46–1758.07=9.39kW精餾塔的設計精餾塔的工藝計算塔板數(shù)NT最小回流比及操作回流比的確定利用Aspen工程軟件中的精餾捷算模塊（DSTWU）模擬出單塔精餾1.5萬噸/年二甲基乙酰胺的廢水，使塔頂與塔釜產(chǎn)品的質(zhì)量分數(shù)都達到99.9%。得到精餾任務的最小回流比Rmin=0.12。在三效精餾的流程中0.12的回流比比較小，所以選取實際回流比R=0.5。理論板數(shù)求取用Aspen工程軟件中的嚴格計算的模塊（RadFrac）建立三塔精餾的連續(xù)流程，調(diào)整各塔的塔板數(shù)、進料板位置、塔壓、板壓降和各塔塔頂餾出流量來實現(xiàn)三個塔的塔頂產(chǎn)品與最終塔釜產(chǎn)品的質(zhì)量分數(shù)達到99.9%。并實現(xiàn)塔之間冷凝放熱與再沸需熱的熱集成。得出理論板數(shù)：Ⅰ塔總理論板數(shù)NT=6(包括再沸器)NF=4Ⅱ塔總理論板數(shù)NT=7(包括再沸器)NF=4Ⅲ塔總理論板數(shù)NT=9(包括再沸器)NF=4實際板數(shù)的求取全塔效率為50%Ⅰ塔精餾段實際板數(shù)N精=3/0.5=6提餾段實際板數(shù)N提=3/0.5=6Ⅱ塔精餾段實際板數(shù)N精=3/0.5=6提餾段實際板數(shù)N提=4/0.5=8Ⅲ塔精餾段實際板數(shù)N精=3/0.5=6提餾段實際板數(shù)N提=6/0.5=12(2)精餾塔的工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算①操作壓力計算Ⅰ塔塔頂操作壓力PD1=183.2kPa進料板壓力PF1=185.6kPa塔釜操作壓力PW1=187.2kPa精餾段操作壓力P精1==184.4kPa提餾段操作壓力P提1==186.4kPaⅡ塔塔頂操作壓力PD2=102.0kPa進料板壓力PF2=104.1kPa塔釜操作壓力PW2=106.2kPa精餾段操作壓力P精2==103.15kPa提餾段操作壓力P提2==105.15kPaⅢ塔塔頂操作壓力PD3=6.799kPa進料板壓力PF3=6.829kPa塔釜操作壓力PW3=6.879kPa精餾段操作壓力P精3==6.814kPa提餾段操作壓力P提3==6.854kPa②操作溫度計算Ⅰ塔塔頂溫度tD1=390.7K進料板溫度tF1=391.7K塔釜溫度tW1=392.2K精餾段平均溫度t精1==391.2K提餾段平均溫度t提1==391.95KⅡ塔塔頂溫度tD2=373.2K進料板溫度tF2=374.7K塔釜溫度tW2=376.1K精餾段平均溫度t精2==373.85K提餾段平均溫度t提2==375.4KⅢ塔塔頂溫度tD3=311.6K進料板溫度tF3=312.7K塔釜溫度tW3=358.8K精餾段平均溫度t精3==312.15K提餾段平均溫度t提3==335.75K③平均摩爾質(zhì)量計算Ⅰ塔塔頂平均摩爾質(zhì)量MVD1=0.000187+(1-0.0001)18=18.01kg/kmolMLD1=0.000987+(1-0.0009)18=18.06kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量MVF1=0.002787+(1-0.0027)18=18.19kg/kmolMLF1=0.020587+(1-0.0205)18=19.41kg/kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量MVD1=0.004487+(1-0.0044)18=18.30kg/kmolMLD1=0.032987+(1-0.0329)18=20.27kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MV精1==18.10kg/kmolML精1==18.74kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MV提1==18.25kg/kmolML提1==19.84kg/kmolⅡ塔塔頂平均摩爾質(zhì)量MVD2=0.000187+(1-0.0001)18=18.01kg/kmolMLD2=0.000987+(1-0.0009)18=18.06kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量MVF2=0.003587+(1-0.0035)18=18.24kg/kmolMLF2=0.029387+(1-0.0293)18=20.02kg/kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量MVD2=0.007887+(1-0.0078)18=18.54kg/kmolMLD2=0.063987+(1-0.06309)18=22.35kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MV精2==18.13kg/kmolML精2==19.04kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MV提2==18.39kg/kmolML提2==21.18kg/kmolⅢ塔塔頂平均摩爾質(zhì)量MVD3=0.0000387+(1-0.00003)18=18.00kg/kmolMLD3=0.000487+(1-0.0004)18=18.03kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量MVF3=0.003987+(1-0.0039)18=18.27kg/kmolMLF3=0.053987+(1-0.0539)18=21.72kg/kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量MVD3=0.968987+(1-0.9689)18=84.85kg/kmolMLD3=0.996087+(1-0.9960)18=86.72kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MV精3==18.14kg/kmolML精3==19.88kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MV提3==51.56kg/kmolML提3==54.22kg/kmol平均密度計算Ⅰ塔氣相密度精餾段ρV精1===1.03kg/m3提餾段ρV提1===1.05kg/m3液相平均密度塔頂液相密度ρLD1=898.07kg/m3進料板液相密度ρLF1=877.93kg/m3塔釜液相密度ρLW1=867.67kg/m3精餾段液相平均密度ρL精1==888.00kg/m3提餾段液相平均密度ρL提1==872.8kg/m3Ⅱ塔氣相密度精餾段ρV精2===0.60kg/m3提餾段ρV提2===0.62kg/m3液相平均密度塔頂液相密度ρLD2=916.6kg/m3進料板液相密度ρLF1=889.8kg/m3塔釜液相密度ρLW1=868.4kg/m3精餾段液相平均密度ρL精2==903.2kg/m3提餾段液相平均密度ρL提2==879.1kg/m3Ⅲ塔氣相密度精餾段ρV精3===0.048kg/m3提餾段ρV提3===0.127kg/m3液相平均密度塔頂液相密度ρLD3=980.0kg/m3進料板液相密度ρLF3=939.9kg/m3塔釜液相密度ρLW3=879.6kg/m3精餾段液相平均密度ρL精3==959.95kg/m3提餾段液相平均密度ρL提3==909.75kg/m3液體表面張力Ⅰ塔塔頂液相表面張力σLD1=54.7570mN/m進料板液相表面張力σLF1=53.9121mN/m塔釜液相表面張力σLW1=53.3773mN/m精餾段液相平均表面張力σL精1==54.3346mN/m提餾段液相平均表面張力σL提1==53.6447mN/mⅡ塔塔頂液相表面張力σLD2=58.13mN/m進料板液相表面張力σLF2=56.90mN/m塔釜液相表面張力σLW2=55.44mN/m精餾段液相平均表面張力σL精2==57.515mN/m提餾段液相平均表面張力σL提2==56.17mN/mⅢ塔塔頂液相表面張力σLD3=70.13mN/m進料板液相表面張力σLF3=67.85mN/m塔釜液相表面張力σLW3=65.18mN/m精餾段液相平均表面張力σL精3==46.515mN/m提餾段液相平均表面張力σL提3==66.515mN/m液體平均粘度Ⅰ塔塔頂液相粘度μLD1=0.2340mPa·s進料板液相粘度μLF1=0.2336mPa·s塔釜液相粘度μLW1=0.2333mPa·s精餾段液相平均粘度μL精1==0.2338mPa·s提餾段液相平均粘度μL提1==0.2335mPa·sⅡ塔塔頂液相粘度μLD2=0.2787mPa·s進料板液相粘度μLF2=0.2778mPa·s塔釜液相粘度μLW2=0.2768mPa·s精餾段液相平均粘度μL精2==0.2784mPa·s提餾段液相平均粘度μL提2==0.2773mPa·sⅢ塔塔頂液相粘度μLD3=0.6913mPa·s進料板液相粘度μLF3=0.6822mPa·s塔釜液相粘度μLW3=0.4627mPa·s精餾段液相平均粘度μL精3==0.6868mPa·s提餾段液相平均粘度μL提3==0.5725mPa·s精餾塔的塔體工藝尺寸計算塔徑的計算Ⅰ塔精餾段的氣、液相體積流率為：V=(R+1)D=1.530.8=46.2kmol/hL=RD=0.530.8=15.4kmol/hVs===0.2254m3Ls===9.026310-5由《化工原理》下冊式10-29umax=C·取板間距HT=0.3m板上液層高度hL=0.05m查《化工原理》下冊圖10-42得C20=0.06由《化工原理》下冊式10-28C=umax=C·==2.15m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：U=0.7umax=0.72.15=1.505m/sD=按標準塔徑圓整后為：D=0.5m塔截面積：AT=0.7850.52=0.1963m2u=Ⅱ塔按Ⅰ塔的塔徑計算方法得出Ⅱ塔圓整后的塔徑：D=0.5m根據(jù)塔徑選取板間距HT=0.3mⅢ塔按Ⅰ塔的塔徑計算方法得出Ⅲ塔圓整后的塔徑：D=1.4m根據(jù)塔徑選取板間距HT=0.4m精餾塔有效高度的計算Ⅰ塔精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進料板上方留0.8m的空間，故精餾塔的有效高度為：Ⅱ塔精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進料板上方留0.8m的空間，故精餾塔的有效高度為：Ⅲ塔精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進料板上方留0.8m的空間，故精餾塔的有效高度為：塔板主要工藝尺寸溢流裝置計算因塔徑D=0.4m，科選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。①堰長?、谝缌餮吒叨扔?，選用平直堰《化工原理》下冊式10-34近似取，則=0.003m<0.006m所以選取齒形堰《化工原理》下冊10-35設齒深=0.006m板上液層高度③弓形降液管寬度和截面積由，查《化工原理》下冊圖10-40得;驗算液體正在降液管中停留時間，即：故設計合理④降液管底隙高度由《化工原理課程設計》式3-14選用凹形受液盤，深度塔板布置塔板的分塊因D=0.5m，故塔板不分塊邊緣區(qū)寬度確定取WS=W’S=0.065mWC=0.035開孔面積計算開孔面積按《化工原理》下冊式10-34，即：其中故=0.1079篩孔算及其排列本設計任務中的物系無腐蝕性，可選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔的直徑d0=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心據(jù)t為：篩孔數(shù)目n為：開孔率為：氣體通過篩孔的氣速為：篩板的流體力學驗算干板阻力hC計算干板阻力hC由《化工原理課程設計》式3-26計算由查《化工原理》下冊圖10-45得C0=0.75=0.04496m氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力h1由《化工原理課程設計》式3-31計算=1.2078m/s查《化工原理》下冊圖10-46得液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由《化工原理課程設計》式3-34計算=0.00499m氣體通過每層塔板的液柱高度hp=0.08296m氣體通過每層塔板的壓降為：塔板負荷性能圖漏液線由《化工原理課程設計》式3-38得：液沫夾帶線以為限，求關系如下：由《化工原理課程設計》式3-36整理的：液相負荷下限線取堰上液層高度，齒深0.15m得：液相負荷下限線以作為液體在降液管中停留時間的下限得:(5)液泛線令由聯(lián)立得：忽略，將與，與，與的關系式帶入上式，并整理得：式中：其中取0.45將相關的數(shù)據(jù)帶入整理，得：圖2Ⅰ塔塔板負荷性能圖設備選型罐體選型原料罐原料罐以儲存5天的量計安全系數(shù)為0.8則根據(jù)HG21502.1-92鋼制圓筒形固定頂儲罐系列公稱容積300公稱直徑7500公稱高度7200塔釜產(chǎn)品罐產(chǎn)品以儲存1天的量計安全系數(shù)為0.8則根據(jù)HG5-1579-85立式儲罐公稱容積8公稱直徑1800mm公稱高度2600mm(3)回流罐Ⅰ儲存量以10min的量計安全系數(shù)為0.8則根據(jù)HG5-1580-85臥式儲罐公稱容積0.2公稱直徑5公稱長度800mm（4）回流罐Ⅱ儲存量以1小時的量計安全系數(shù)為0.8則根據(jù)HG5-1580-85臥式儲罐公稱容積0.2公稱直徑5公稱長度800mm（5）回流罐Ⅲ儲存量以1小時的量計安全系數(shù)為0.8則根據(jù)HG5-1580-85臥式儲罐公稱容積0.2公稱直徑5公稱長度800mm換熱設備原料預熱器確定物性數(shù)據(jù)（物性數(shù)據(jù)查Aspen物性數(shù)據(jù)庫）DMAC廢水飽和水蒸氣管程定性溫度為69.5殼程定性溫度為130DMAC廢水在69.5的相關物性密度966.4kg/m3定壓比熱容導熱系數(shù)粘度水在130℃密度935.0kg/m定壓比熱容導熱系數(shù)粘度汽化潛熱2182kJ/kg計算總傳熱系數(shù)熱流量平均傳熱溫度蒸汽用量傳熱面積假設傳熱系數(shù)傳熱面積考慮15%的面積裕度工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算《化工原理》換熱器系列標準（JB/T4714-92，JB/T4715-92）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm325公稱壓力PN/MPa2.5管程數(shù)N4管子根數(shù)n68中心排管數(shù)11管程流通面積/m20.0030換熱管長度L/mm3000計算換熱面積/m211.8折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%，則切去的圓缺高度為，故可取取折流板間距，則，故B取100mm折流板數(shù)⑤熱量衡算殼層對流傳熱系數(shù)管程對流傳熱系數(shù)管程流通截面積管程流體流速普蘭特準數(shù)《化工原理課程設計》表2-7總傳熱系數(shù)K換熱器設計合理可用Ⅰ塔塔頂冷凝器熱流體390.53K→390.53K冷凝水298.15K→328.15K設考慮15%的裕度面積《化工原理》換熱器系列標準（JB/T4714-92，JB/T4715-92）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm219公稱壓力PN/MPa1.0管程數(shù)N1管子根數(shù)n33中心排管數(shù)7管程流通面積/m20.0058換熱管長度L/mm2000計算換熱面積/m23.7冷凝水流量Ⅰ塔塔釜再沸器熱流體410K→410K塔釜液392K→395K水嗎？前面用℃，這是K，最好統(tǒng)一水嗎？前面用℃，這是K，最好統(tǒng)一設考慮15%的裕度面積《化工原理》換熱器系列標準（JB/T4714-92，JB/T4715-92）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm325公稱壓力PN/MPa2.5管程數(shù)N1管子根數(shù)n99中心排管數(shù)11管程流通面積/m20.0175換熱管長度L/mm6000計算換熱面積/m234.9蒸汽用量流量Ⅰ塔塔頂冷卻器熱流體390.53K→303.15K冷凝水298.15K→318.25K設考慮15%的裕度面積《化工原理》換熱器系列標準（JB/T4714-92，JB/T4715-92）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm273公稱壓力PN/MPa1.0管程數(shù)N2管子根數(shù)n56中心排管數(shù)8管程流通面積/m20.0049換熱管長度L/mm1500計算換熱面積/m24.7冷凝水流量Ⅱ塔塔頂冷凝器熱流體373.17K→373.17K冷凝水298.15K→318.15K設考慮15%的裕度面積《化工原理》換熱器系列標準（JB/T4714-92，JB/T4715-92）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm273公稱壓力PN/MPa1.0管程數(shù)N2管子根數(shù)n56中心排管數(shù)8管程流通面積/m20.0049換熱管長度L/mm1500計算換熱面積/m24.7冷凝水流量Ⅱ塔塔釜再沸器熱流體390.53K→390.53K塔釜液376.13K→380K設考慮15%的裕度面積《化工原理》換熱器系列標準（JB/T4714-92，JB/T4715-92）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm500公稱壓力PN/MPa1.0管程數(shù)N2管子根數(shù)n256中心排管數(shù)18管程流通面積/m20.0226換熱管長度L/mm3000計算換熱面積/m244.3蒸汽用量流量Ⅱ塔塔頂冷卻器熱流體373.17K→303.15K冷凝水298.15K→318.25K設考慮15%的裕度面積《化工原理》換熱器系列標準（JB/T4714-92，JB/T4715-92）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm273公稱壓力PN/MPa1.0管程數(shù)N2管子根數(shù)n56中心排管數(shù)8管程流通面積/m20.0049換熱管長度L/mm1500計算換熱面積/m24.7冷凝水流量Ⅲ塔塔頂冷凝器熱流體311.58K→311.58K冷凝水298.15K→308.15K設考慮15%的裕度面積《化工原理》換熱器系列標準（JB/T4714-92，JB/T4715-92）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm400公稱壓力PN/MPa0.6管程數(shù)N2管子根數(shù)n164中心排管數(shù)15管程流通面積/m20.0145換熱管長度L/mm6000計算換熱面積/m257.8冷凝水流量Ⅲ塔塔釜再沸器熱流體373.17K→373.17K冷流體358.78K→360K設考慮15%的裕度面積《化工原理》換熱器系列標準（JB/T4714-92，JB/T4715-92）換熱管為Φ25mm的換熱器基本參數(shù)(管心距32公稱直徑DN/mm450公稱壓力PN/MPa0.6管程數(shù)N2管子根數(shù)n126中心排管數(shù)12管程流通面積/m20.0092換熱管長度L/mm4500計算換熱面積/m244.5蒸汽用量流量Ⅲ塔塔頂冷卻器熱流體311.6K→303.15K冷凝水298.15K→308.25K設考慮15%的裕度面積《化工原理》換熱器系列標準（JB/T4714-92，JB/T4715-92）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm159公稱壓力PN/MPa1.0管程數(shù)N1管子根數(shù)n15中心排管數(shù)5管程流通面積/m20.0027換熱管長度L/mm3000計算換熱面積/m22.6冷凝水流量Ⅲ塔塔釜冷卻器熱流體358.8K→303.15K冷凝水298.15K→308.25K設考慮15%的裕度面積《化工原理》換熱器系列標準（JB/T4714-92，JB/T4715-92）換熱管為Φ19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm159公稱壓力PN/MPa1.0管程數(shù)N1管子根數(shù)n15中心排管數(shù)5管程流通面積/m20.0027換熱管長度L/mm1500計算換熱面積/m21.3冷凝水流量4.3泵的選型（1）原料泵原料的體積流量揚程查《化工原理》IS型單級單吸離心泵性能表IS型單級單吸離心泵型號IS50-32-125轉(zhuǎn)速n/(r/min)1450流量m3/s3.75揚程H/m5.4效率η/%43軸功率kW0.13電機功率kW0.55必需汽蝕余量(NPSH)r/m2.0質(zhì)量(泵/底座)/kg32/38Ⅰ塔回流泵回流液體的體積流量揚程查《化工原理》IS型單級單吸離心泵性能表IS型單級單吸離心泵型號IS50-32-160轉(zhuǎn)速n/(r/min)1450流量m3/s3.75揚程H/m8.5效率η/%35軸功率kW0.25電機功率kW0.55必需汽蝕余量(NPSH)r/m2.0質(zhì)量(泵/底座)/kg50/38Ⅱ塔回流泵回流液體的體積流量揚程查《化工原理》IS型單級單吸離心泵性能表IS型單級單吸離心泵型號IS50-32-160轉(zhuǎn)速n/(r/min)1450流量m3/s3.75揚程H/m8.5效率η/%35軸功率kW0.25電機功率kW0.55必需汽蝕余量(NPSH)r/m2.0質(zhì)量(泵/底座)/kg50/38Ⅲ塔回流泵回流液體的體積流量揚程查《化工原理》IS型單級單吸離心泵性能表IS型單級單吸離心泵型號IS50-32-200轉(zhuǎn)速n/(r/min)1450流量m3/s3.75揚程H/m13.1效率η/%33軸功率kW0.41電機功率kW0.75必需汽蝕余量(NPSH)r/m2.0質(zhì)量(泵/底座)/kg52/38塔釜產(chǎn)品泵液體的體積流量揚程查《化工原理》IS型單級單吸離心泵性能表IS型單級單吸離心泵型號IS50-32-125轉(zhuǎn)速n/(r/min)1450流量m3/s3.75揚程H/m5.4效率η/%